CS339891A3

CS339891A3 - Process of enhanced separation of a mixed aldehyde product

Info

Publication number: CS339891A3
Application number: CS913398A
Authority: CS
Inventors: Kirk Daniel Ing Sorensen
Original assignee: Union Carbide Chem Plastic
Priority date: 1990-11-09
Filing date: 1991-11-08
Publication date: 1992-05-13
Also published as: ZA918887B; CN1061589A; MX9101976A; NO914369L; EP0484977A3; BR9104837A; KR960004888B1; FI915293A; EP0484977B1; AR246945A1; FI915293A0; US5102505A; RO111075B1; AU636069B2; KR920009744A; HU913516D0; PL166572B1; PL292329A1; EP0484977A2; JPH0739365B2

Description

-řek: l·; WSMJrftfiiífii. ·*, Žjir;/- z*-re: l ·; WSMJrftfiiífii. · *, Zhir; / - of *

Způsob zlepšené separace směsného álSehyŽového produktuA method for improving the separation of a mixed product

OOOO

X ΖΊX ΖΊ

Oblast techniky ? e-X· f ΓΠ 1 < Γ- u i ~< mTechnology? e-X · f ΓΠ 1 <Γ- u i ~ <m

i N r-ci N r-c

Vynález se týká způsobu čištění surové aldehýdovéprodukční směsi, aby se současně a odděleně získal jakaldehyd s rozvětveným řetězcem, tak aldehyd s nerozvětve-ným řetězcem z této směsi. Zvlášt se tento vynález týkádestilace surové aldehýdové produkční směsi aldehydů s roz-větveným a nerozvětveným řetězcem v jedné destilační koloněpro současné získávání tří oddělených produkčních proudů,to je vyčištěného proudu aldehydu s rozvětveným řetězcema dvou různých proudů aldehydů s nerozvětveným řetězcem.BACKGROUND OF THE INVENTION The present invention relates to a process for the purification of a crude aldehyde product mixture in order to obtain, simultaneously and separately, a branched chain aldehyde and an unbranched aldehyde thereof. In particular, the present invention relates to the distillation of a crude aldehyde production mixture of branched and unbranched aldehydes in a single distillation column for simultaneously obtaining three separate streams of production, i.e. a purified branched chain aldehyde stream and two different straight chain aldehyde streams.

Dosavadní stav technikyBackground Art

Způsoby výroby aldehydů hydroformylací olefinickynenasycené organické sloučeniny s oxidem uhelnatým a vodí-kem /obecněji označovaných jako syntézní plyn nebo synplyn/v přítomnosti rhodiumfosforového komplexního katalyzátorua volného fosforového ligandu, jsou dobře známé v dosavad-ním stavu techniky jak je například zřejmé ze základníhonízkotlakého oxohydroformylačního postupu z US patentuč. 3 527 809 a z rhodium katalyzovaného plynného a kapalné-ho recyklačního hydroformylačního postupu z US patentůč. 4 148 830, 4 247 486 a 4 593 127. Výsledné aldehýdové produkty jsou směsi normálních/nerozvětvených/ a iso /rozvětvených/ aldehydů odpovídají-cích olefinickému výchozímu materiálu a výsledkem z přidáníformylové skupiny /-CHO/ na jednom z uhlíkových atomů ethy-lenické skupiny /například -CH=CH2/ olefinu. 2Methods for the production of aldehydes by hydroformylation of an olefinically unsaturated organic compound with carbon monoxide and hydrogen (more commonly referred to as synthesis gas or syn gas) in the presence of a rhodium phosphorus complex catalyst and free phosphorus ligand are well known in the art, e.g. US Patent. U.S. Pat. No. 3,527,809 and a rhodium catalyzed gaseous and liquid recycle hydroformylation process from U.S. Pat. No. 4,148,830, 4,247,486 and 4,593,127. The resulting aldehyde products are mixtures of normal / unbranched and iso / branched / aldehydes corresponding to the olefinic starting material and resulting from the addition of the formyl group (-CHO) to one of the ethylene carbon atoms. a group (e.g., -CH = CH 2 / olefin). 2

Například hydroformylácí propylenu se vytváří n-butyr-aldehyd CH3CH2CH2CHO a isobutyraldehyd CH-jCH (CHoJCHyObecně jsou takovéto hydroformylační postupy výhodně urče-ny k produkci aldehydových výrobků bohatých na normální/nerozvětvené/ isomery.For example, hydroformylation of propylene produces n-butyraldehyde CH 3 CH 2 CH 2 CHO and isobutyraldehyde CH-CH (CH 2 CH 2 CH 2 In general, such hydroformylation processes are preferably designed to produce normal / unbranched / isomer-rich aldehyde products).

Navíc jak se uvádí v US patentech č. 4 148 830 a4 247 486 takovéto kontinuální hydroformylační postupysoučasně produkují vysokovroucí kapalné aldehydové kon-denzační vedlejší produkty, hapříklad dimery, trimery atetramery, které mohou sloužit jako rozpouštědlo pro hy-droformylační postup stejně jako jiné kapalné těžké látky.In addition, as disclosed in U.S. Patent Nos. 4,148,830 and 4,247,486, such continuous hydroformylation processes currently produce high-boiling liquid aldehyde condensation by-products, such as dimers and trimers, which can serve as a solvent for the hydroformylation process as well as other heavy liquids. substances.

Tak malá množství takovýchto výševroucích látekjsou vždy stále obsažena v surové aldehydové produkčnísměsi získané dokonce po oddělení počátečního aldehydové-ho produktu od jeho lehkých látek /například oxiduuhelna-tého, vodíku, nezreagovaného alkylenu, alkanového vedlej-šího produktu atd./. Jak v případě kontinuálního plynnéhorecyklačního hydroformylačního postupu nebo po oddělenízákladního aldehydového produktu od jeho lehkých láteka katalyzátor obsahujícího roztoku, tak v případě konti-nuálního kapalného recyklačního hydroformylačního postupu.Vskutku dokonce po oddělení níževroucíhn látek, rozvětve-ného aldehydu od výševroucího normálního nerozvětvenéhoaldehydového protějšku, aby se získal vyčištěný rozvětvenýaldehyd /například isobutyraldehyd/ a ponechal nerozvětvenýaldehyd /například n-butyraldehyd/rnormální aldehydovýprodukt může stále ještě obsahovat vyšší množství takovýchorganických těžších látek, než je požadováno přo jejicheventuální konečné použití.Such small amounts of such higher boilers are always still present in the crude aldehyde product mixture even after separation of the initial aldehyde product from its light substances (e.g., carbon monoxide, hydrogen, unreacted alkylene, alkane byproduct, etc.). In the case of a continuous gaseous cyclic hydroformylation process or after separation of the basic aldehyde product from its light liquor, the solution-containing catalyst, and in the case of a continuous liquid recycle hydroformylation process. Indeed, even after separation of the lower boilers, the branched aldehyde from the higher boiling normal unbranched aldehyde counterpart to obtaining purified branched aldehyde (e.g. isobutyraldehyde) and leaving unbranched aldehyde (e.g. n-butyraldehyde / rnormal aldehyde product still may contain higher amounts of organic heavier substances than required for their actual end use).

Tak dosud je konvenčním postupem ve stavu technikypro vyčištění a oddělení rozvětveného aldehydového pro-duktu od nerozvětveného aldehydového produktu z takových-to surových aldehydových produktů směsí vznikajícíchz konvenčních kontinuálních rhodiem katalyzovaných hydro-formylačních postupů, dvoustupňový destilační postup, kte-rý zahrnuje použití dvou oddělených destilačních kolon.Thus far, the conventional state of the art for the purification and separation of a branched aldehyde product from an unbranched aldehyde product from such crude aldehyde products is a two-stage distillation process involving the use of two separate distillation distillation processes. columns.

Například vyčištěný rozvětvený aldehyd /napříkladisobutyraldehyd/ se nejdříve oddělí od surovéh aldehydovéprodukční směsi destilací v základní destilační koloněa pak zbývající /nerozvětvený/ aldehyd /například n-butyr-aldehyd/ se dále vyčistí od jakýchkoli zbývajících výše-vroucích vedlejších produktů druhou destilací prováděnouv druhé destilační koloně.For example, the purified branched aldehyde (e.g., isobutyraldehyde) is first separated from the crude aldehyde product mixture by distillation into a basic distillation column and then the remaining / unbranched / aldehyde (e.g. n-butyraldehyde) is further purified from any remaining higher-boiling by-products by a second distillation in a second distillation column .

Avšak existují tam dvě hlavní obtíže, spojené s ko-merčním čištěním surové aldehydové produkční směsi pomocítakového dvojitého destilačního postupu. První jsou velmivysoké energetické náklady požadované k provozu takovýchtodvojitých destilačních postupů na komerční úrovni. Druhouje významné množství ztraceného aldehydu vlivem jeho in šitukonverze na takovéto těžší látky během takovýchto destilač-ních postupů vlivem vysokých teplot použitých k získáníjak nerozvětveného aldehydu z těchto organických těžkýchlátek v takovém množství, jak je to jen možné. Ve skuteč-nosti se odhaduje, že asi 1 až 2 % hmotnostní nebo vícenerozvětveného aldehydu může být ztraceno jeho vlastní kon-verzí in šitu na těžší látky a to je docela významné množ-ství při jakémkoli komerčním provozu jako jsou výše disku-tované hydroformylační provozy, které mohou produkovatstovky milionů kilogramů aldehydu za rok. Při předešlém komerčním provozu prováděném více než1 rok před přihlášením této přihlášky vynálezu v závoděve Soojených státech amerických, ve vlastnictví a provo-zovaných přihlašovatelem se experimentovalo s použitímjedné destilační kolony, kde rozvětvený isobutyraldehydbyl získán destilací téhož produktu z hlavy kolony av podstatě veškerý nerozvětvený n-butyraldehyd byl shro-mážděn jako destilovaný plyn ze spodního bočního odpouště-ní téže destilační kolony.However, there are two major difficulties associated with commercial purification of the crude aldehyde production mixture by such a double distillation process. The first is the high energy costs required to operate such dual distillation processes at commercial level. The latter is a significant amount of lost aldehyde due to its in situ conversion to such heavier substances during such distillation processes due to the high temperatures used to obtain as much of the unbranched aldehyde from these organic heavy substances as possible. In fact, it is estimated that about 1 to 2% by weight or multi-branched aldehyde may be lost by its in-situ conversion to heavier substances, and this is quite significant in any commercial operation such as the hydroformylation operations discussed above that can produce hundreds of millions of kilograms of aldehyde per year. In the previous commercial operation carried out more than one year prior to the application of this application in the United States Plant, owned and operated by the Applicant, one distillation column was experimented with branched isobutyraldehyde obtained by distillation of the same product from the top of the column and substantially all unbranched n-butyraldehyde it was collected as distilled gas from the lower side discharge of the same distillation column.

Avšak jako v případě u konvenčního dvoustupňovéhodestilačního postupu, který zahrnuje dvě destilační kolony,destilační teplota požadovaná pro získání v podstatě všehon-butyraldehydu z bočního odpouštění jediné destilační ko-lony, byla v podstatě stejně vysoká destilační teplota/například 115 °C až asi 140 °C/ konvenčně používaná přidestilování n-butyraldehydu z organických těžkých látekv druhé destilační koloně, čímž se vyvolá v podstatě stej-ný tyP škodlivých ztrát aldehydu vlivem tvoření těžkýchlátek in šitu jako se normálně vyskytuje v druhé destilač-ní koloně.However, as in the conventional two-stage distillation process, which includes two distillation columns, the distillation temperature required to obtain substantially all-butyraldehyde from the lateral discharge of a single distillation column was essentially the same high distillation temperature (e.g., 115 ° C to about 140 °) C / conventionally used distillation of n-butyraldehyde from organic heavy substances in a second distillation column, thereby inducing substantially the same harmful aldehyde losses due to the formation of heavy weight in situ as normally occurs in the second distillation column.

Nyní bylo zjištěno, že není nutné využívat takovýchtovysokých destilačních teplot aby se současně oddělil azískal jak vyčištěný rozvětvený aldehyd, tak vyčištěnýnerozvětvený aldehyd ze surové aldehydové produkční směsiza použití jedné destilační kolony. Tak tyto nevýhodyspojené s dosud konvenčním destilačním čištěním surovýchaldehydových produkčních směsí mohou být překonány neboalespoň velmi sníženy způsobem tohoto vynálezu jak je dálepodrobněji vysvětleno.It has now been found that it is not necessary to utilize such high distillation temperatures to simultaneously separate and obtain both the purified branched aldehyde and the purified and branched aldehyde from the crude aldehyde production mixture using a single distillation column. Thus, these disadvantages associated with the still conventional distillation purification of crude aldehyde production mixtures can be overcome or at least greatly reduced by the method of the invention as explained in more detail.

Podstata vynálezuSUMMARY OF THE INVENTION

Tak je cílem tohoto vynalezu vytvořit nový způsobčištění surové aldehydové produkční směsi obsahujícírozvětvený a nerozvětvený aldehyd, který zahrnuje součas-né získání a oddělení vyčištěného rozvětveného aldehydua vyčištěného nerozvětveného aldehydu destilací surové-aldehydové produkční směsi pomocí jediné destilační kolonyThus, it is an object of the present invention to provide a novel treatment of a crude aldehyde product mixture comprising a branched and unbranched aldehyde, comprising simultaneously recovering and separating the purified branched aldehyde and purified unbranched aldehyde by distillation of the crude aldehyde production mixture with a single distillation column

Tudíž obecný aspekt tohoto vynálezu může být popsánjako způsob čištění kapalnéhe surové aldehydové produkčnísměsi sestávající v podstatě z asi 95 až 99,95 % hmotnost-ních nerozvětvených a rozvětvených aldehydů vybraných zeskupiny zahrnující C^aldehydy a (^aldehydy, vztaženo nacelkovou hmotnost této produkční směsi, přičemž zbytekobsahuje v podstatě organické těžké látky, jehož podstataspočívá v tom, že se přidá kapalný surový aldehydový pro-dukční směsný výchozí materiál do destilační kolony a ta-to kapalná surová aldehydové produkční směs se destilujev této koloně při základní teplotě o asi 1 °C až asi 35 °Cvyšší, než je normální teplota varu nerozvětveného aldehy-du přítomného v kapalném aldehydovém produkčním směsnémvýchozím materiálu tak, že se současně získá /i/ kapalný aldehydový produkční proud odebíraný z neboblízko hlavy destilační kolony a obsahuje v podstatěvyčištěný rozvětvený aldehyd a /ii/ vytékaný aldehydový produkční proud sestávajícív podstatě z vyčištěného nerozvětveného aldehyduv množství ne větším než asi 70 % hmotnostních z množství nerozvětveného aldehydu přítomného v tomto kapal - 6 - ném surovém aldehydovém produkčním směsném výchozímmateriálu a méně než 33 % hmotnostních množstvíz organicky těžkých látek přítomných v tomto kapalnémsurovém aldehydovém produkčním směsném výchozím ma-teriálu a /iii/ přičemž zbývající vyčištěný kapalný aldehyd sestáva-jící v podstatě z nerozvětveného aldehydu se získáze dna nebo blízko dna destilační kolony a kde množ-ství organických těžkých látek přítomných v získanémvyčištěném kapalném aldehydu je menší než asi 1 %hmotnostní z celkového množství aldehydu dávkovanéhodo destilační kolony plus alespoň asi 67 % hmotnost-ních množství organických těžkých látek přítomnýchv kapalném surovém aldehydovém produkčním směsnémvýchozím materiálu.Thus, a general aspect of the present invention may be described as a process for purifying a liquid crude aldehyde production mixture consisting essentially of about 95-99.95% by weight of unbranched and branched aldehydes selected from the group consisting of C 1-4 aldehydes and (aldehydes, based on the weight of the production mixture) the remainder comprising substantially organic heavy substances, which comprises adding a liquid crude aldehyde product blend to the distillation column and distilling the liquid crude aldehyde production mixture at a base temperature of about 1 ° C to about 100 ° C. about 35 ° C higher than the normal boiling point of the unbranched aldehyde present in the liquid aldehyde production blend starting material by simultaneously obtaining (i) a liquid aldehyde production stream taken from or near the head of the distillation column and containing substantially and branched aldehyde production stream consisting essentially of a purified unbranched aldehyde in an amount of not more than about 70% by weight of the amount of unbranched aldehyde present in the liquid raw aldehyde product blend and less than 33% by weight organically the heavy substances present in the liquid sulfur aldehyde product blend starting material; and / iii) wherein the remaining purified liquid aldehyde consisting essentially of an unbranched aldehyde is recovered at or near the bottom of the distillation column and wherein the amount of organic heavy material present in the recovered purified liquid the aldehyde is less than about 1% by weight of the total amount of aldehyde dispensed by the distillation column plus at least about 67% by weight of the amount of organic heavy substance present in liquid crude aldehyde production blend starting material.

Stručný popis výkresu Výkres je schematickým proudovým diagramem tohoto vy-nálezu znázorňujícím provedení destilační kolony 10 prodestilaci surové aldehydové produkční směsi /vedení 2/k provádění současného získání vyčištěného rozvětvenéhoaldehydového kapalného produktu /vedení 8/ v hlavě nebou hlavy kolony a vyčištěného nerozvětveného aldehydu jakoplynného proudu /vedení 12/ z boku této kolony, přičemždruhý vyčištěný aldehydový produkt /vedení 14/ vycházíze dna nebo u dna této kolony.BRIEF DESCRIPTION OF THE DRAWING The drawing is a schematic flow diagram of the present invention, illustrating an embodiment of a distillation column 10 for the crude aldehyde production mixture (line 2) to be subjected to simultaneous recovery of a purified branched aldehyde liquid product (line 8) in the head or column head and purified unbranched aldehyde as a gaseous stream. a conduit 12 / from the side of the column, the second purified aldehyde product (conduit 14) based on the bottom or at the bottom of the column.

Surová aldehydová kapalná produkční směs, která se zde použije, může být získána z jakéhokoli konvenčního kovem /výhodně rhodiovým komplexem/ katalyzovaného hydro- formylačního postupu prováděného v přítomnosti volného or- ganického fosforového ligandu.The crude aldehyde liquid production mixture used herein can be obtained from any conventional metal (preferably rhodium complex / catalyzed hydroformation process carried out in the presence of free organic phosphorus ligand).

Takovéto oxopostupy a jejich podmínky jsou dobře zná-my ve stavu techniky jak je ilustrováno kontinuálními kapal-nými a plynnými recyklačními postupy z US patentů 4 148 830,4 247 486, 4 553 127 a US přihlášky vynálezu pořadové čís-lo 370 806, přihlášené 23. června 1989 na jejichž celé popi-sy se tímto odkazuje. Takovéto hydroformylační postupy obec-ně zahrnují produkci aldehydů bohatých na jejich normálnínerozvětvené isomery reakcí olefinické sloučeniny s vodíkema oxidem uhelnatým v kapalném reakčním prostředí, které ob-sahuje aldehydový produkt, rozpustný rhodiumorganofosforovýkomplexní katalyzátor, volný organofosfnrový ligand a výše-vroucí aldehydové kondenzační vedlejší produkty.Such oxo processes and their conditions are well known in the art as illustrated by continuous liquid and gaseous recycling processes of U.S. Pat. Nos. 4,148,830.4,247,486, 4,553,127 and U.S. Patent Application Serial No. 370,806, filed by June 1989, the entire disclosure of which is hereby incorporated by reference. Such hydroformylation processes generally involve the production of aldehydes rich in their normal-branched isomers by reacting an olefinic compound with hydrogen and carbon monoxide in a liquid reaction medium containing an aldehyde product, a soluble rhodiumorganophosphorus complex catalyst, a free organophosphorus ligand, and higher-boiling aldehyde condensation by-products.

Je však třeba rozumět, že příslušný způsob, kterým sehydroformylační reakce provádí a příslušné hydroformylačníreakční podmínky zde použité nejsou kritické pro tento vy-nález a mohou být široce měněny a uzpůsobeny tak, aby vy-hověly individuálním potřebám a produkci příslušného poža-dovaného aldehydového produktu.It is to be understood, however, that the particular manner in which the hydroformylation reaction is carried out and the respective hydroformylation reaction conditions used herein are not critical to the present invention and can be broadly modified and adapted to meet the individual needs and production of the desired desired aldehyde product.

Tedy olefinické výchozí látkové reaktanty hydroformy-lačního postupu, ze kterého mohou být odvozeny surovékapalné aldehydové produkční výchozí materiály tohoto vyná-lezu, mohou obsahovat tři nebo čtyři atomy uhlíku.Thus, the olefinic starting reactants of the hydroformylation process from which the crude liquid aldehyde production starting materials of this invention can be derived can contain three or four carbon atoms.

Ilustrativními olefiny jsou propylen, 1-buten, 2-buten/cis nebo trans/, a 2-methylpropen /isobutylen/.Illustrative olefins are propylene, 1-butene, 2-butene / cis or trans, and 2-methylpropene / isobutylene.

Je však třeba rozumět, že mohou být použity směsi růz-ných olefinických výchozích materiálů, když je to třeba.Například je obvyklé někdy využít směsi 1-butenu a 2-bu-tenu jako výchozího olefinu. Nejvýhodnějším olefinem jepropylen.It should be understood, however, that mixtures of different olefinic starting materials may be used, if desired. For example, it is common practice to employ a mixture of 1-butene and 2-butene as the starting olefin. The most preferred olefin is propylene.

Podobně jakýkoli konvenční rhodiumfosforový komplexníkatalyzátor může být použit a takovéto katalyzátory stejnějako způsoby jejich přípravy jsou dobře známy v dosavadnímstavu techniky. Takovéto rhodiumfosfořové komplexní kataly-zátory mohou zahrnovat jakýkoli rhodiumorganofosforovýkomplex, jako je rhodiumorganofosfinový nebo rhodiumorgano-fosfitový komplexní hydroformylační katalyzátor, které sedosud výhodně používají pro takovéto hydroformylační postupy.Similarly, any conventional rhodium phosphorus complex catalyst can be used and such catalysts as well as methods for their preparation are well known in the art. Such rhodium phosphorus complex catalysts may include any rhodium-organophosphorus complex, such as rhodium-organophosphine or rhodium-organophosphite complex hydroformylation catalysts, which are preferably used for such hydroformylation processes.

Avšak, když je třeba, mohou být také použity směsitakovýchto katalyzátorů. Navíc je jasné, že množství kom-plexního katalyzátoru přítomné v reakčním prostředí danéhopostupu potřebuje být jen takové minimální množství nutnépro vytvoření rhodiumkovové koncentrace požadované k využi-tí a které tvoří základ pro alespoň takové katalytickémnožství kovového rhodia, nutné pro katalýzu příslušnéhopožadovaného hydroformylačního postupu.However, if desired, mixed catalysts may also be used. Moreover, it is clear that the amount of complex catalyst present in the reaction medium of the process need only be the minimum amount required to produce the rhodium-metal concentration required for use and which forms the basis for at least the catalytic amount of rhodium metal required to catalyze the desired hydroformylation process.

Obvykle koncentrace kovového rhodia v rozmezí od asi10 ppm do asi 1 000 ppm, počítáno jako volný kov, by mělybýt dostatečné pro většinu hydroformylačních postupů.Typically, rhodium metal concentrations ranging from about 10 ppm to about 1000 ppm, calculated as free metal, should be sufficient for most hydroformylation processes.

Je obecně výhodné používat asi 10 až 700 ppm rhodia a vý-hodněji od 25 do 500 ppm rhodia, kalkulováno jako volnýkov.It is generally preferred to use about 10 to 700 ppm of rhodium and more preferably from 25 to 500 ppm of rhodium, calculated as free form.

I - 9 -I - 9 -

Jak je výše uvedeno, hydroformylační postup se pro-vádí v přítomnosti volného fosforového ligandu, to je li-gandu, který není v komplexu s rhodiovým komplexním kata-lyzátorem použit. Avšak zatímco se obvykle dává přednosttomu, aby volný fosforový ligand byl tentýž jako fosforovýligand rhodiumfosforového komplexního katalyzátoru, neníto nutné a rozdílné ligandy mohou být použity v danémpostupu, když je to zapotřebí.As noted above, the hydroformylation process is carried out in the presence of a free phosphorus ligand, i.e. a ligand that is not used in the complex with the rhodium complex catalyst. However, while it is usually preferred that the free phosphorus ligand be the same as the phosphorus ligand of the rhodium phosphorus complex catalyst, it is not necessary and different ligands can be used in the process if desired.

Tedy jak v případě rhodiumorganofosforového komplex-ního katalyzátoru, jakýkoli konvenční organofosforový li-gand může být použit jako volný ligand a takovéto ligandystejně jako způsoby jejich přípravy jsou dobře zfaámy v do-savadním stavu techniky. Takovéto f volné fosforové ligandymohou zahrnovat jakékoli organofosfinové nebo organofosfi-tová ligandy, dosud výhodně používané pro takovéto hydro-formylační postupy. Mohou být však také použity směsi ta-kovýhhto ligandů, když je to třeba.Thus, as in the case of the rhodiumorganophosphorus complex catalyst, any conventional organophosphorus ligand can be used as the free ligand and such ligand systems are well known in the art. Such free phosphorous ligands may include any organophosphine or organophosphine ligands still used for such hydroformylation processes. However, mixtures of such ligands may also be used when needed.

Hydroformylační postup může být prováděn v jakémkolipřebytečném množství volného fosforového ligandu, napříkladalespoň 1 mol volného fosforového ligandu na mol přítomnéhorhodiového kovu v reakčním prostředí. Množství volného fos-forového ligandu, které je použito, obvykle pouze závisína požadovaném aldehydovém produktu a použitém olefinu akomplexním katalyzátoru. Tudíž množství volného fosforové-ho ligandu, přítomná v reakčním prostředí, jsou v rozmezíod asi 2 do asi 300 molů nebo více na mol rhodia, které jepřítomno, by měla být vhodná pro většinu účelů.The hydroformylation process may be carried out in any desired amount of free phosphorous ligand, for example at least 1 mole of free phosphorus ligand per mole of the hydrogen metal present in the reaction medium. The amount of free phosphate ligand used is usually only dependent on the desired aldehyde product and olefin used and the complex catalyst. Thus, the amount of free phosphorus ligand present in the reaction medium is in the range of about 2 to about 300 moles or more per mole of rhodium present, and should be suitable for most purposes.

Například obecně velká množství volného triarylfosfi-nového ligandu, například trifenylfosfinu, vyšší než 50 molůvýhodněji vyšší než 100 molů volného ligandu na mol rhodia 10 se výhodně používají pro dosaženi dostatečné katalytickéaktivity a/nebo stabilizace katalyzátoru, zatímco jinéorganofosfořové ligandy, například alkylarylfosfiny a cyklo-alkylarylfosfiny a/nebo organofosfity mohou pomoci vytvo-řit přijatelnou stabilitu katalyzátoru a reaktivitu beznežádoucího brzdění konverzních rychlostí určitých olefi-nů na aldehydy, když množství volného ligandu přítomnév reakčním prostředí je malé jako 1 až 100 a výhodněji 15až 60 mol na mol přítomného rhodia.For example, generally large amounts of free triarylphosphine ligand, for example triphenylphosphine, greater than 50 moles more preferably greater than 100 moles of free ligand per mole of rhodium 10 are preferably used to achieve sufficient catalytic activity and / or stabilization of the catalyst, while other organophosphorus ligands such as alkylarylphosphines and cycloalkylarylphosphines and / or organophosphites can help to produce acceptable catalyst stability and reactivity of undesirable braking of conversion rates of certain olefins to aldehydes when the amount of free ligand present in the reaction medium is as small as 1 to 100 and more preferably 15 to 60 moles per mole of rhodium present.

Zejména ilustrativní rhodiumfosforové komplexní kata-lyzátory a ilustrativní volné fosforové ligandy zahrnujínapříklad ty, které jsou uvedeny v US patentech č. 3 527 809, 4 148 830, 4 247 486, 4 283 562; 4 400 548, 4 482 749, 4 496 748, 4 599 206, 4 668 651, 4 716 250, 4 717 775, 4 731 486, 4 737 588, 4 747 261, 4 769 498, 4 774 361, 4 885 401 , PCT přihláška vynálezu číslo zveřejněníWO 80/01690 /zveřejněná 21. srpna 1980/.Particularly illustrative rhodium phosphorus complex catalysts and illustrative free phosphorus ligands include, for example, those disclosed in U.S. Patent Nos. 3,527,809, 4,148,830, 4,247,486, 4,283,562; 4,400,548, 4,482,749, 4,496,748, 4,599,206, 4,668,651, 4,716,250, 4,717,775, 4,731,486, 4,737,588, 4,747,261, 4,769,498, 4,774,361, 4,885 401, PCT Publication No. WO 80/01690 (published August 21, 1980).

Mezi výhodnějšími ligandy a komplexními katalyzátory,které mohou být zmíněny jsou například trifsnylfosfinovýligand a rhodiumtrifenylfosfinový komplexní katalyzátor zUS patentů číslo 3 527 809 a 4 148 830 a 4 247 846; alkyl-fenylfosfinové a cykloalkylfenylfosfinové ligandy a rhodium-alkylfenylfosfinové a rhodiumcykloalkylfenylfosfinovékomplexní katalyzátory z US patentu číslo 4 283 562;a organofosfitové ligandy a rhodiumorganofosfitové komplexníkatalyzátory z US patentů 4 599 206, 4 737 588, 4 717 775, 4 774 361, 4 668 651 a 4 748 261. Nejvýhodnější ligand jetrifenylfosfin /TPP/, zatímco výhodný katalyzátor je rhodiumTPP komplex.Among the more preferred ligands and complex catalysts which may be mentioned are, for example, triphenylphosphine ligand and rhodium triphenylphosphine complex catalyst of U.S. Patents Nos. 3,527,809 and 4,148,830 and 4,247,846; alkylphenylphosphine and cycloalkylphenylphosphine ligands and rhodium alkylphenylphosphine and rhodiumcycloalkylphenylphosphine complex catalysts of U.S. Patent 4,283,562, and organophosphite ligands and rhodiumorganophosphite complex catalysts of U.S. Patents 4,599,206; Most preferred is the triphenylphosphine (TPP) ligand, while the preferred catalyst is the rhodium (TPP) complex.

Jak bylo dále poznamenáno, hydroformylační reakcese provádí v přítomnosti výševroucích aldehydových kon-denzačních vedlejších produktů. Je v povaze takovýchto kon-tinuálních hydroformylačních reakcí produkovat takovétovýševroucí aldehydové produkty, například dimery, trimery atetramery in šitu během hydroformylačního postupu, jak jeúplněji vysvětleno například v US patentu číslo 4 148 830, 4 247 486 a 4 593 127 a v US přihlášce vynálezu pořadovéčíslo 370 806, přihlášené 23. června 1989.As further noted, the hydroformylation reaction is carried out in the presence of higher boiling aldehyde condensation by-products. It is in the nature of such continuous hydroformylation reactions to produce such boiling aldehyde products, for example dimers, trimers atetramers in situ during the hydroformylation process, as more fully explained, for example, in U.S. Pat. 370 806, filed June 23, 1989.

Takovéto aldehydové vedlejší produkty vytvářejí vý-borný nosič pro kapalný katalyzátorový recyklační postup.Skutečně, i když se může použít, když je třeba, jakékolivhodné rozpouštědlo při nastartování kontinuálního postupu/aldehydové sloučeniny odpovídající požadovaným aldehydovýmproduktům jsou výhodné/, primární rozpouštědlo bude normál-ně nakonec obsahovat jak aldehydové produkty a výševroucíaldehydové kondenzační vedlejší produkty vlivem povahy ta-kovýchto kontinuálních postupů. Avšyk aldehydové kondenzačnívedlejší produkty mohou být také predvytvořeny, když je topotřeba a tedy použity.Such aldehyde by-products form an excellent carrier for the liquid catalyst recycling process. Indeed, although any suitable solvent may be used when starting a continuous process / aldehyde compound corresponding to the desired aldehyde products, the primary solvent will normally be contain both aldehyde products and higher boiling aldehyde condensation by-products due to the nature of such continuous processes. However, aldehyde condensation byproducts can also be preformed when used and thus used.

Je také zřejmé, že množství takovýchto výševroucíchaldehydových vedlejších produktů, přítomné v reakčním pro-středí, může kolísat v širokých mezích a je obecně řízenojen omezeními zařízení a příslušným aldehydovým produktem,který má být vyráběn.It is also understood that the amount of such higher boiling aldehyde by-products present in the reaction medium can vary within wide limits and is generally controlled by the limitations of the apparatus and the corresponding aldehyde product to be produced.

Například zpočátku hydroformylační reakce může býtprováděna v nepřítomnosti nebo v přítomnosti malýýh množstvívýševroucích aldehydových kondenzačních vedlejších prodktůjako rozpouštědla pro rhodiový komplexní katalyzátor nebo až reakce může být prováděna v přítomnosti víee-neě 70 %hmotnostních nebo dokonce 90 % hmotnostních a více tako-výchto kondenzačních vedlejších produktů, vztaženo na cel-kové kapalné reakční prostředí.For example, initially the hydroformylation reaction can be carried out in the absence or presence of small amounts of boiling aldehyde condensation byproducts as a solvent for the rhodium complex catalyst or when the reaction can be carried out in the presence of more than 70% or even 90% by weight or more of such condensation by-products, based on the total liquid reaction medium.

Obecně poměry aldehydu k výševroucím aldehydovýmkondenzačním vedlejším produktům v rozmezí od asi 1:4 doasi 20:1 váhově by měla být dostatečná pro většinu účelů.Podobně je třeba rozumět, že malá množství těehte jinýchkonvenčních organických korozpouštědel mohou být přítomnav případech, když je to zapotřebí. I když hydroformylační reakční podmínky mohou kolísatv širokých mezích jak bylo výše uvedeno, obvykle je výhod-nější, aby postup byl provozován při celkovém tLaku plynuvodíku, oxidu uhelnatého a olefinicky nenasycené výchozísloučeniny menším než asi 10,29 MPa, výhodně menším než asi3,09 MPa a výhodněji menším než asi 2,4 MPa. Minimální cel-kový tlak reaktantů není zvlášt kritický a je omezen zejménajen množstvím reaktantů nutným k získání požadované rychlostireakce.In general, aldehyde ratios to higher boiling aldehyde condensation by-products in the range of about 1: 4 to about 20: 1 by weight should be sufficient for most purposes. Similarly, it should be understood that small amounts of other conventional organic co-solvents may be present when needed. While the hydroformylation reaction conditions may vary within wide limits, it is usually more preferred that the process be run at a total hydrogen gas, carbon monoxide, and olefinically unsaturated starting material of less than about 10 < RTI ID = 0.0 > 10.9 MPa, < / RTI > and more preferably less than about 2.4 MPa. The minimum total pressure of the reactants is not particularly critical and is particularly limited by the amount of reactants required to obtain the desired rate of reaction.

Speciálněji je parciální tlak oxidu uhelnatéhov hydroformylačním postupu tohoto vynálezu výhodně od asi6,86 kPa do asi 0,82 MPa a výhodněji od asi 20,6 kPa do asi0,62 MPa, přičemž parciální tlak vodíku je výhodně od asi 68,6 kPa do asi 1,10 MPa a výhodněji od asi 0^:1 MPa do asi0,69 MPa.More particularly, the carbon monoxide partial pressure of the hydroformylation process of the present invention is preferably from about 6.86 kPa to about 0.82 MPa, and more preferably from about 20.6 kPa to about 0.62 MPa, wherein the hydrogen partial pressure is preferably from about 68.6 kPa to about 0.5 psi. 1.10 MPa and more preferably from about 0: 1 MPa to about 0.69 MPa.

Obvykle je molární poměr H2:C0 plynného vodíku k oxiduuhelnatému v rozmezí od asi 1:10 do asi 100:1 nebo vyšší, - 13 - výhodněji je molární poměr vodíku k oxidu uhelnatému odasi 1:1 do asi 50:1. Dále, jak bylo výše uvedeno, hydroformylační postupmůže být prováděn při reakční teplotě od asi 50 °C do asi145 °C. Avšak obvykle se provádějí hydroformyláce při reakč-ních teplotách od asi 5 60 °C do asi 120 °C a výhodněji odasi 75 °C do asi 115 °C.Typically, the molar ratio of H2: CO of gaseous hydrogen to carbon monoxide is in the range of about 1:10 to about 100: 1 or greater, more preferably the molar ratio of hydrogen to carbon monoxide is 1: 1 to about 50: 1. Further, as noted above, the hydroformylation process may be carried out at a reaction temperature of from about 50 ° C to about 145 ° C. However, usually, hydroformylations are carried out at reaction temperatures of from about 60 ° C to about 120 ° C, and more preferably 75 ° C to about 115 ° C.

Tak, jak je zde poznamenáno, surové aldehydové kapalnéprodukční směsi, které jsou použitelné jako výchozí materiálytohoto vynálezu, obsahují v podstatě aldehydy a organickétěžší látky a možná určité množství volného organického fos-forového ligandu použitého v hydroformylačním postupu;výhodně získané po oddělení základního aldehydového pro-duktu od jeho lehčích látek /například sloučenin, které ma-jí teplotu varu pod teplotou varu aldehydových produkčníchsloučenin/ v případě kontinuálního plynného recyklačníhohydroformylačního postupu nebo po separaci základního alde-hydového produktu od jeho lehčích látek a katalyzátor obsa-hujícího roztoku jako v případě kontinuálního kapalného re-cyklačního hydroformylačního postupu.As noted herein, the crude aldehyde liquid product mixtures useful as starting materials of the present invention comprise substantially aldehydes and organic heavier substances and possibly some free organic phosphorus ligand used in the hydroformylation process, preferably obtained after separation of the basic aldehyde pro- duct. the product from its lighter substances (e.g. compounds having a boiling point below the boiling point of the aldehyde product compounds) in the case of a continuous gaseous recycle hydroformylation process or after separation of the basic aldehyde product from its lighter substances and the catalyst containing the solution as in the case of continuous liquid recycle hydroformylation process.

Jak bylo výše uvedeno, aldehydy v surové aldehydovéprodukční směsi zde použitelné, jsou závislé na olefinovémvýchozím materiálu tohoto hydroformylačního postupu; od kte-rého jsou tyto produkční směsi odvozeny a takovéto aldehydymohou obsahovat 4 nebo 5 atomů uhlíku, tak jako a al-dehydy odvozené od propylenu případně butylenu. Navíc jetřeba rozumět, že takovéto aldehydy jsou vytvářeny jakosměsi jak normálních /nerozvětvených/ tak iso /rozvětvených/aldehydů.As noted above, the aldehydes in the crude aldehyde product mixture useful herein are dependent on the olefin feed of the hydroformylation process; from which these production mixtures are derived and such aldehydes may contain 4 or 5 carbon atoms, as well as aldehydes derived from propylene or butylene. In addition, it is to be understood that such aldehydes are formed as mixtures of both normal / unbranched / and iso / branched / aldehydes.

Tak ilustrativně aldehydové produkty zahrnují C^aldehydcvésměsi n-butyraldehydu /n-butanal/ a isobutyraldehydu/isobutanal/ a C^aldebydové směsi n-valeraldehydu /n-pen-tanal/ a isomery rozvětvených pentanalů, to je 2-methyl-butyraldehyd, 3-methylbutyraldehyd a/nebo pivaldehyd.Thus, illustratively, aldehyde products include n-butyraldehyde (n-butanal) and isobutyraldehyde (isobutanal) aldehyde mixtures and C 1-6 aldehyde mixtures of n-valeraldehyde (n-pentanal) and branched pentanal isomers, i.e. 2-methyl-butyraldehyde, 3 -methylbutyraldehyde and / or pivaldehyde.

Tyto aldehydové směsi mohou obsahovat molární poměrynormálních rozvětveným aldehydovým isomerům od asi 1:1 doasi 50:1 nebo vyšší, přičemž horní mez přebytku normálníhoaldehydu je stanovena jen hydroformylačním postupem, kterývyužívá surový aldehydový produkční směsný výchozí materiál.These aldehyde mixtures may contain a normal ratio of branched aldehyde isomers of from about 1: 1 to about 50: 1 or greater, wherein the upper limit of normal aldehyde excess is determined only by the hydroformylation process employing crude aldehyde production mixed feedstock.

Podobně organické těžké látky obsažené v surovýchaldehydových produkčních směsích zde použitelných zahrnujíjakékoli organické rozpouštědlo a organický vedlejší pro-dukt, který má teploty varu vyšší než nerozvětvený aldehy-dový produkt, který je tvořen sloučeninami tohoto hydro-formylačního postupu, z kterého jsou tyto produkční směsiodvozeny, jako jsou kapalné aldehydové kondenzační vedlejšíprodukty,/dimery, trimery, tetramery atd./ výše diskutované,například v US patentu číslo 4 148 830 a jiné obvyklé výše-vroucí vedlejší produkty, například odpovídající alkanol.Similarly, the organic heavy materials contained in the crude aldehyde production mixtures useful herein include any organic solvent and an organic by-product having a boiling point higher than the unbranched aldehyde product formed by the compounds of this hydrocrystalline process from which these production mixtures are derived, such as liquid aldehyde condensation byproducts, dimers, trimers, tetramers, etc. discussed above, for example, in U.S. Patent No. 4,148,830 and other conventional high-boiling by-products, for example, the corresponding alkanol.

Je však třeba také rozumět, že takovéto surové aldehydovéprodukční směsi mohou také obsahovat určitá malá množstvízbytkových lehkých látek,/například nezreagovaný olefin avedlejší produkt alkan/ a organofosforovou znečištěninu,například volný organofosforový ligand a/nebo jeho odpoví-dající oxid a alkylsubstituované fosforové sloučeniny, kte-ré mohou být přítomny následkem jejich vytvoření in šitunebo jejich uvolněním při hydroforraylačním postupu.However, it is also to be understood that such crude aldehyde product mixtures may also contain some small amounts of residual lightweight materials, such as unreacted olefin and the other alkane and organophosphorus contaminants, for example the free organophosphorus ligand and / or its corresponding oxide and alkyl substituted phosphorous compounds. They may be present as a result of their formation or release by the hydrophorelation process.

Například surové kapalné aldehydové produkční směsnévýchozí materiály zde použitelné mohou být odvozeny z plyn-ných recyklačních hydroformylačních postupů, jako jsou 15 popsány ve výše uvedených patentech a především znázorněnyv US patentu 4 247 486 a referenčním článku v INDICATICNS,Zima 19S2-83, mezinárodní časopis Lavyho McKee, str. 1 a 20až 28, publikovaném publikačním oddělením Davy Corporation,Londýn, Velká Británie.For example, the crude liquid aldehyde production blend starting materials useful herein can be derived from gaseous recycle hydroformylation processes such as those described in the above-mentioned patents and particularly shown in US Patent 4,247,486 and the reference article in INDICATICNS, Winter 19S2-83, Lavy International Magazine McKee, pp. 1 and 20-28, published by Davy Corporation, London, United Kingdom.

Podobně surová kapalná aldehydová produkční směs, kte-rá je zde použitelná, může být odvozena z kapalného kataly-zátorového recyklačního postupu, jak je popsáno ve výšecitovaných patentech a především znázorněno například pri-márním reaktorovým systémem na obr. 1 US patentu č. 4 593 127,kanadském patentu č. 1 202 326 a v US přihlášce vynálezupořadové číslo 370 806, přihlášené 23. června 1989, stejnějako v přihlašovatelově souběžně přihlášené US přihlášce vy-nálezu /zastupitelské číslo 16 492/ nazvané Zlepšený hydro-formylační způsob, směrované na nový způsob oddělování leh-kých látek od aldehydové produkční směsi, jejíž celý popisje zde začleněn formou odkazu. Výhodně jsou surové aldehydové kapalné produkční směsizde použitelné odvozeny od kapalných katalyzátorových recy-klačních hydroformylačních postupů. Navíc, jak je vidět zdosavadního stavu techniky, a jako v případě u plynných re-cyklačních postupů, je výhodné odstranit alespoň většinulehhých látek z aldehydové produkční směsi kapalného kata-lyzátorového recyklačního postupu před oddělením rozvětve-ného aldehydového isomeru od výševroucího nerozvětvenéhoaldehydu. Avšak bez ohledu na typ čisticích stupňů, kterýmůže být nebo nemůže být použit pro separaci lehkých láteka/nebo organofosfořových nečistot od surové aldehydové pro-dukční směsi, získané z kapalného katalyzátorového recyklač-ního postupu, je výhodné nechat projít surovou aldehydovouprodukční směs přes stabilizátor, jak je znázorněn kolonou . 16 7 výkresu na str. 23 výše uvedeného článku INDICATIONSpřed použitím surové aldehydové produkční směsi jako ka-palného výchozího materiálu ve způsobu tohoto vynálezu.Similarly, the crude liquid aldehyde production mixture useful herein can be derived from a liquid catalyst recycle process as described in the above-cited patents, and is particularly illustrated, for example, by the primary reactor system of FIG. 127, Canadian Patent No. 1,202,326, and U.S. Patent Application Publication No. 370,806, filed June 23, 1989, as well as the co-pending U.S. Patent Application Serial No. 16,492 entitled " Improved Hydro Formslation " a method for separating light matter from an aldehyde production mixture, the entire disclosure of which is incorporated herein by reference. Preferably, the crude aldehyde liquid production mixtures are useful derived from liquid catalyst recycle hydroformylation processes. In addition, as can be seen from the prior art, and as in the case of gaseous recycle processes, it is preferred to remove at least most of the aldehyde product mixture of the liquid catalyst recycle prior to separation of the branched aldehyde isomer from the higher boiling unbranched aldehyde. However, irrespective of the type of purification steps that may or may not be used to separate the light alloys / or organophosphoric impurities from the crude aldehyde production mixture obtained from the liquid catalyst recycling process, it is preferable to pass the crude aldehyde product mixture through the stabilizer, as is represented by a column. 16 of the drawing on page 23 of the aforementioned INDICATIONS prior to the use of the crude aldehyde production mixture as liquid starting material in the process of the invention.

Tak surová aldehydová kapalná produkční směs, kteráje zde použitelná, může v podstatě obsahovat od asi 95 doasi 99,95 hmotnostních %, výhodně asi 97 až asi 99,95 %hmotnostních aldehydu, vztaženo na celkovou hmotnost tétokapalné produkční směsi; zbytek této kapalné produkční smě-si obsahuje v podstatě organické těžší látky.Thus, the crude aldehyde liquid production composition useful herein may substantially comprise from about 95 to about 99.95% by weight, preferably about 97 to about 99.95% by weight, of the aldehyde based on the total weight of the liquid production mixture; the remainder of the liquid production mixture contains substantially organic heavier substances.

Nyní s odkazem na připojený výkres, který schematickyznázorňuje předložený vynález, čisticí postup tohoto vynále-zu může být prováděn ve vhodné destilační koloně, která mádvě boční odpouštění pro odebírání kapaliny a plynných prou-dů aldehydového produktu. Tato destilační kolona zahrnujejakoukoli destilační nebo plněnou kolonu nebo jiné vhodnéodpařovací zařízení 10, ve kterém se může uskutečňovattato destilace. Například viz “Chemical Engineering Handbook"Perry and Chilton, 5. vydání, str. 13-3, obr. 13-1 str. 13 - 19 v obr. 13 - 18 a str. 13 až 50; Také "Unit Operati-ons in Chemical Engineering", McCabe and Smith, 3. vydání,str. 548.Referring now to the accompanying drawing, which schematically illustrates the present invention, the purification process of the present invention may be carried out in a suitable distillation column which has a lateral discharge for withdrawing liquid and gaseous aldehyde product. The distillation column comprises any distillation or filling column or other suitable evaporation device 10 in which distillation can take place. For example, see "Chemical Engineering Handbook" Perry and Chilton, 5th Edition, pp. 13-3, Figs. 13-1 pp. 13-19 in Figs. 13-18 and pp. 13-50; in Chemical Engineering ", McCabe and Smith, 3rd Edition, p. 548.

Skutečný typ plnění nebo pater v koloně není kritickoučástí hototo vynálezu, ale může být použit jakýkoli typ pa-ter nebo plnění. Navíc počet pater nebo separačních stupňů,které se použijí není kritický a potřebuje být jen dostateč-ný pro provedení požadované separace.The actual type of filling or trays in the column is not a critical part of the hot invention, but any type of filling or filling can be used. In addition, the number of trays or separation steps to be used is not critical and needs to be sufficient to perform the desired separation.

Tak kapalný surový aldehydový produkční směsný výchozímateriál /vedení 2/ se zavede do destilační kolony normálnímzpůsobem pro oddělování blízkovroucích isomerů jako jen-butyraldehyd a isobutyraldehyd, například v bodě v určité - 17 - vzdálenosti jak od hlavy, tak od dna kolony, výhodněkolem středu kolony. Znovu se poznamenává, že přesnýbod, kde se aldehydový produkční směsný výchozí mate-riál zavádí, není kritický pro tento vynález a může býtvýhodně určen standardní technickou praxí.Thus, the liquid crude aldehyde production mixed starting material (line 2) is introduced into the distillation column in a normal manner for the separation of the near-boiling isomers such as butyraldehyde and isobutyraldehyde, for example at a distance of about - 17 - from both the top and bottom of the column, preferably around the center of the column. Again, it is noted that the exact point where the aldehyde product blend is introduced is not critical to the present invention and may be preferred by standard technical practice.

Kapalný surový aldehydový produkční směsný výchozímateriál se pak destiluje pro současné odstranění jakvyčištěného kapalného rozvětveného isoaldehydu, tak vy-čištěného nerozvětveného normálního aldehydu stejně jakolehkých látek. Například odpařené lehké látky /to je lát-ky, které mají teplotu varu pod teplotou varu rozvětvené-ho aldehydu, například nezreagovaný olefin, alkan atd./,se odebírají z hlavy kolony /vedení 4/, kde mohou býtochlazeny /chladič 15/ a částečně nebo úplně zkondenzová-ny /sběrač 17/ jak je požadováno. Nezkondenzované látkyse vypláchnou /vedení 6/ a kondenzovatelné látky, napří-klad voda, se získají nebo vypláchnou /vedení 3/.The liquid crude aldehyde production blend starting material is then distilled to simultaneously remove both the purified liquid branched isoaldehyde and the purified unbranched normal aldehyde of the same material. For example, vaporized light substances (i.e., those having a boiling point below the boiling point of a branched aldehyde, for example unreacted olefin, alkane, etc.) are removed from the top of the column (line 4), where they can be cooled / cooled 15 / and partially or completely condensed (collector 17) as desired. The non-condensed substances are rinsed (line 6) and the condensable substances, for example water, are obtained or rinsed (line 3).

Navíc, když je třeba, určitá část zkondenzované hlavovéfrakce může být vrácena do p kolony /vedení ]_/, aby slou-žila jako reflux.In addition, when needed, some portion of the condensed headframe can be returned to the β column / conduit to serve as reflux.

Vyčištěný rozvětvený isoaldehyd, který je lehčí, toje má nižší teplotu varu než nerozvětvený normální aldehyd,může být odstraněn z hlavy nebo blízko u hlavy déstilačníkolony. Výhodně se rozvětvený isoaldehyd odstraňuje jakokapalný boční proud /vedení 8/ poněkud nad přívodním bo-dem kapalného surového aldehydového produkčního směsnéhovýchozího materiálu. Přesný bod není kritický a výhodnýbod může být určen standardní technickou praxí.The purified branched isoaldehyde, which is lighter, has a lower boiling point than the unbranched normal aldehyde, can be removed from the head or close to the head of the column. Preferably, the branched isoaldehyde is removed as a liquid side stream (line 8) somewhat above the feed side of the liquid crude aldehyde production mixed material. The exact point is not critical and the preferred point may be determined by standard technical practice.

Současně vyčištěný odpařený nerozvětvený normální aldehyd se odstraňuje jako plynný boční proud /vedení 12/ 18 - poněkud pod přívodním bodem kapalného aldehydového pro-dukčního směsného výchozího materiálu. Znovu se pozname-nává, že přesný bod pro takovéto odstraňování není kritic-ký a výhodný bod může být určen standardní technickoupraxí. Dále, když je třeba, může být použit separátor strže-ných plynů, /neznázorněný/, pro návrat jakýchkoli kapalinz odpařeného nerozvětveného aldehydového proudu do kolony,avšak takovýto separátor stržených látek není nutnou nebopodstatnou částí provedení způsobu tohoto vynálezu.The concomitantly purified evaporated unbranched normal aldehyde is removed as a gaseous side stream / conduit 12/18 - somewhat below the feed point of the liquid aldehyde product blend. Again, it is noted that the exact point for such removal is not critical and the preferred point can be determined by standard engineering techniques. In addition, a entrained gas separator (not shown) may be used to return any liquid vaporized unbranched aldehyde stream to the column, however such entrained separator is not a necessary or essential part of the embodiment of the method of the invention.

Zbývající vyčištěný kapalný aldehyd se získá /vedení14/ ze dna nebo blízko dna kolony. Dále, když je třeba,část nerozvětveného aldehydu opouštějícího dno kolonymůže být zahřáta ve vařáku /20/ a vrácena do kolony.The remaining purified liquid aldehyde is recovered from the bottom or near the bottom of the column. Further, when necessary, a portion of the unbranched aldehyde leaving the bottom of the colony may be heated in the digester (20) and returned to the column.

Kapalný spodní aldehydový produkt sestává v podstatě z ne-rozvětveného aldehydu a určitého množství organických těž-kých látek přítomných v získaném vyčištěném kapalném alde-hydu, přičemž toto množství je menší než asi 1 % hmotnostnícelkového množství aldehydu, dávkovaného do destilačníkolony plus alespoň asi 67 % hmotnostních množství organic-kých těžkých látek přítomných v kapalném surovém aldehydo-vém produkčním směsném výchozím materiálu.The liquid lower aldehyde product consists essentially of a non-branched aldehyde and some organic heavy substances present in the purified liquid aldehyde obtained, which amount is less than about 1% by weight of the total amount of aldehyde fed to the distillation column plus at least about 67% % by weight of organic heavy substances present in the liquid crude aldehyde production mixed feedstock.

Destilace kapalného surového aldehydového produkčníhosměsného výchozího materiálu v rafinačním postupu tohotovynálezu se může uskutečňovat za takových podmínek, jako jezákladní teplota v destilační koloně v rozmezí od asi 1 °Cdo asi 35 °C, výhodně odvasi 10 °C do asi 35 °C nad normál-ní teplotou varu /to jefS^I MPa/ nerozvětveného aldehyduv kapalném surovém aldehydovém produkčním směsném výchozímmateriálu a při vrcholovém tlaku v destilační koloně v roz- - 19 - mezí od asi 6,86 kPa do asi 0,21 MPa, výhodně od asi6,86 kPa do asi 0,10 MPa.The distillation of the liquid crude aldehyde production feedstock in the refining process of the present invention can be carried out under conditions such that the base temperature in the distillation column ranges from about 1 ° C to about 35 ° C, preferably 10 ° C to about 35 ° C above normal. the boiling point (s) of the unbranched aldehyde in the liquid crude aldehyde product blend and at a peak pressure in the distillation column of about 6.86 kPa to about 0.21 MPa, preferably about 6.86 kPa to about 0.10 MPa.

Podmínky /například teplota, tlak, refluxní poměratd./ v horní části destilační zóny, kde se odpařujílehké látky a rozvětvený aldehyd se získává, nejsoumoc kritické a jsou primárně pouze závislé na jenom nasamozřejmých praktických provozních podmínkách, vyžadova-ných pro dosažení požadovaného výsledku odstranění těchtolehkých látek a získání kapalného aldehydového bočníhoproudu, sestávajícího v podstatě z alespoň 99 % hmotnost-ních rozvětveného aldehydu a méně než asi 1 % hmotnostnímnožství organických těžkých látek, přítomných v kapalnémsurovém aldehydovém produkčním směsném výchozím materiálu.The conditions (e.g., temperature, pressure, reflux ratio) in the top of the distillation zone where the vaporous substances and the branched aldehyde are recovered are not critical and are primarily solely dependent on the obvious practical operating conditions required to achieve the desired result of the removal of these poor and obtaining a liquid aldehyde side stream consisting essentially of at least 99% by weight of the branched aldehyde and less than about 1% by weight of the organic heavy substances present in the liquid sulfur aldehyde production feedstock.

Navíc výhodně množství kapalného rozvětveného aldehy-du takto získaného je v podstatě rovné množství rozvětve-ného aldehydu přítomného v kapalném surovém aldehydovémprodukčním směsném výchozím materiálu.In addition, preferably, the amount of liquid branched aldehyde thus obtained is substantially equal to the amount of branched aldehyde present in the liquid crude aldehyde product blend.

Ovšem je třeba vědět, že teplo, vyžadované pro desti-lací aldehydových sloučenin, může být dodáváno jakýmkolikonvenčním výměníkem tepla. Dále je třeba vědět, že i kdyžvětšina optimálních podmínek tohoto vynálezu , nutných prodosažení nejlepších výsledků a účinnosti, je závislá nazkušenosti při využívání tohoto vynálezu, je nutná určitáexperimentace pro zjištění těchto podmínek, které jsouoptimální pro danou situaci a to by mělo být ve zkušenos-ti odborníků v dosavadním stavu techniky a může to býtsnadno e získatelné z následujících výhodných aspektůtohoto vynálezu, jak je zde vysvětleno a/nebo jednoduchourutinní experimentací. 20However, it is to be understood that the heat required for the distillation of aldehyde compounds can be supplied by a multi-stage heat exchanger. Further, it is to be understood that, although most of the optimum conditions of the present invention, the need to achieve the best results and efficacy, depend on the experience of using the present invention, some experimentation is necessary to determine these conditions that are optimal for the situation and should be experienced. experts in the art and can be easily obtained from the following preferred aspects of the invention as explained and / or by simple experimentation. 20

Například obecně vyšší destilační tlaky budou vyžadovatvyšší teploty a nižší tlaky budou vyžadovat nižší teplo-ty.For example, generally higher distillation pressures will require higher temperatures and lower pressures will require lower temperatures.

Obecně je výhodné korelovat základní teplotu a tla-kové podmínky v postupu tohoto vynálezu tak, že množstvívyčištěného vytékaného nerozvětveného aldehydu, získané-ho bočním proudem, není větší než asi 70 % z množstvínerozvětveného aldehydu, přítomného v kapalném surovémaldehydovém produkčním směsném výchozím materiálu a kdetento vyčištěný vytékaný nerozvětvený aldehyd obsahuje mé-ně, než asi 33 % hmotnostních z množství organických těž-kých látek, přítomných v tomto kapalném surovém aldehy-dovém produkčním směsném výchozím materiálu. Tedy základ-ní podmínky jsou výhodně korelovány tak, že alespoň asi5 až ne více než 70 % hmotnostních nerozvětveného aldehy-du, přítomného v kapalném surovém aldehydovém produkčnímsměsném výchozím materiálu, se odsttaní a získá uvedenýmodpařeným nerozvětveným aldehydovým bočním proudem.In general, it is preferable to correlate the base temperature and pressure conditions of the process of the invention such that the amount of purified effluent unbranched aldehyde obtained by the side stream is not greater than about 70% of the amount of unbranched aldehyde present in the liquid crude aldehyde product blend and any purified aldehyde. the flown unbranched aldehyde contains less than about 33% by weight of the amount of organic heavy material present in the liquid crude aldehyde production blend. Thus, the basic conditions are preferably correlated such that at least about 5 to no more than about 70% by weight of the unbranched aldehyde present in the liquid crude aldehyde product mix is recovered and recovered by said evaporated unbranched aldehyde side stream.

Podobně tyto podmínky jsou také výhodně koreloványtak, že vyčištěný vytékaný nerozvětvený aldehyd taktozískaný může obsahovat od 0 do asi 33 % hmotnostníchz množství organických těžkých látek, přítomných v kapal-ném surovém aldehydovém produkčním směsném výchozím mate-riálu. Výhodněji tento vyčištěný nerozvětvený aldehydtakto získaný obsahuje méně než asi 10 % hmotnostních zmnožství organických těžkých látek, přítomných v kapalnémsurovém aldehydovém produkčním směsném výchozím materiálu.Similarly, these conditions are also advantageously correlated such that the purified effluent, unbranched aldehyde, so obtained can contain from 0 to about 33% by weight of the amount of organic heavy material present in the liquid crude aldehyde product blend. More preferably, the purified unbranched aldehyde such as contains less than about 10% by weight of the amount of organic heavy material present in the liquid sulfur aldehyde production feedstock.

Zbývající vyčištěný kapalný aldehydový produkt můžebýt snadno odstraněn a získán jako kapalný proud ze dnadestilační kolony a sestává v podstatě z nerozvětvenéhoaldehydu v množství od asi 30 do asi 9ξ % hmotnostníchz množství nerozvětveného aldehydu přítomného v kapalném 21 surovém aldehydovém produkčním směsném výchozím materiálua množství organických těžkých látek přítomných v tomtozískaném vyčištěném kapalném aldehydu je menší než asi1 % hmotnostní z celkového množství aldehyd’! dávkovanéhodo destils.čnaC kolony plus alespoň asi 5^ % hmotnostních,výhodně alespoň asi 50 % hmotnostních z množství organic-kých těžkých látek přítomných v kapalném surovém aldehy-dovém produkčním směsném výchozím materiálu.The remaining purified liquid aldehyde product may be readily removed and recovered as a liquid stream from the dnadestillation column and consists essentially of unbranched aldehyde in an amount of from about 30 to about 9% by weight of the amount of unbranched aldehyde present in the liquid 21 crude aldehyde product blend and the amount of organic heavy material present in the recovered purified liquid aldehyde, less than about 1% by weight of the total aldehyde is present. at least about 5% by weight, preferably at least about 50% by weight of the amount of organic heavy material present in the liquid crude aldehyde production blend starting material.

Rafinační postup tohoto vynálezu je vskutku unikátnív tom, že zajištuje nejen velmi vysoké úspory energetic-kých nákladů vlivem eliminace výše popsané dosud konvenčnídvojité destilace, ale také eliminuje nebo alespoň značněminimalizuje výše diskutované ztráty aldehydu vlivem jehokonverze in šitu na organické těžké látky, což je spoje-no s dosud známými destilačními postupy, přičemž takévytváří možnost získání tří rozdílných vyčištěných aldehy-dových produkčních proudů z jedné destilační kolony.Indeed, the refining process of the present invention is unique in that it not only provides very high energy cost savings due to the elimination of the conventional double-distillation described above, but also eliminates or at least minimizes the above discussed aldehyde losses due to its in situ conversion to organic heavy substances. It is also possible to obtain three different purified aldehyde production streams from a single distillation column.

Je však elementárně známé, že hydroformylované alde-hydové produkty mají mnoho známých a konvenčních využití.Nejvýhodněji jsou tyto aldehydové produkty dále konvenčněpoužívány k produkci alkoholů a jiných užitečných roz-pouštědel. 22 Příklady provedeni vynálezu Následující příklady převedení ilustrují předloženývynález a nejsou určeny k jeho omezení. Je třeba rozumět,že všechny díly, procenta a podíly zde zmíněné a v připo-jených patentových nárocích jsou hmotnostní, pokud neníoznačeno jinak, přičemž daná množství rhodia jsou počítánajako volný kov. Příklad 1 Následující počítačem vypočtený experiment demonstrujepředložený vynález. Podle výkresu asi 8 437 kg/hod surovéhosměsného normálního butyraldehydu a isobutyraldehydu obsahu-jící asi 0,2 % hmotnostních složek lehčích než isobutyr-aldehyd a asi 0,4 % hmotnostních složek těžších než normálníbutyraldehyd, se dávkuje jako proud 2 do 61 . teoretickéhopatra od spodu destilační kolony, mající 105 teoretickýchpater. Lekhé nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětvené-ho aldehydu se dodstranují z hlavy kolony, částečně ochlazu-jí chladičem 15 a shromažďují ve sběrači 17. Určité množstvívýsledného kapalného proudu se vrací do kolony pro reřluxjako proud 7; asi 90,7 kg/hod se odstraňuje ze systému jakovyplachovací proud a 6.However, it is elementally known that hydroformylated aldehyde products have many known and conventional uses. Most preferably, these aldehyde products are conventionally used to produce alcohols and other useful solvents. EXAMPLES The following examples illustrate the present invention and are not intended to be limiting thereof. It is to be understood that all parts, percentages and proportions referred to herein and in the appended claims are by weight unless otherwise indicated, wherein the amounts of rhodium are counted as free metal. Example 1 The following computer-calculated experiment demonstrates the present invention. According to the drawing, about 8,437 kg / hr of crude butyraldehyde and isobutyraldehyde crude blend containing about 0.2% by weight of components lighter than isobutyraldehyde and about 0.4% by weight of components heavier than normal butyraldehyde are dosed as a stream of 2 to 61. a theoretical aperture from the bottom of a distillation column having 105 theoretical bases. The fine impurities together with some branched aldehyde are removed from the top of the column, partially cooled by condenser 15 and collected in collector 17. Some of the subsequent liquid stream is returned to the column for stream 7; about 90.7 kg / h is removed from the system as a flushing stream and 6.

Kapalný boční proud asi 953 kg/hod se odebírá ze2 103. teoretického patra od dna kolony jako isobutyralde-hydový produkt /proud 8/. Plynný boční proud asi 3 266 kgza hodinu se odebírá z 3. teoretického patra od dna kolonyjako vysoce čistý normální butyraldehydový produkt /oroud 12/.Tento plynný proud prochází skrz malý separátor strženýchlátek /neznázorněný/ pro odstranění jakékoli stržené kapalinyz plynného proudu. 23 - 4A liquid side stream of about 953 kg / hr is taken from a 103rd theoretical tray from the bottom of the column as isobutyraldehyde product (stream 8). A gaseous side stream of about 3,266 kg / hr is taken from the third theoretical tray from the bottom of the column as a high purity normal butyraldehyde product (oroud 12). This gaseous stream passes through a small stripper (not shown) to remove any entrained liquid from the gaseous stream. 23-4

Kapalný proud asi 3 128 Kg za hodinu se odebírá ze dna Ko-lony jako druhý vyčištěný normální butyraldehydový produkt/proud 14/. ZáKladní destilační teplota v Koloně je asi 99 °Ca tlak na vrchu destilační Kolony je asi 68,6 kPa. Obsahisobutyraldehydu ve vrchním postranním proudu 8 je asi99,9 % hmotnostních; obsah těžkých látek v normálním butyr-aldehydovém spodním proudu 14 je asi 0,93 % hmotnostních,poměr koncentrace těžkých látek v přívodním proudu ke Koncen-traci těžkých látek ve spodním plynném postranním proudu 1 2je asi 300:1 . Obsah těžkých látek v proudu 14 je v podstatěrovný asi 100 % hmotnostním obsahu těžkých látek v proudu 2plus asi 0,1 % hmotnostní obsahu směsného aldehydu z proudu 2. Příklad 2 Následující skutečné provozní údaje z komerčníhosystému jsou uvedeny pro demonstraci předloženého vynálezu.A liquid stream of about 3112 Kg per hour is taken from the bottom of the Kolar as the second purified normal butyraldehyde product (stream 14). The basic distillation temperature in the column is about 99 ° C and the pressure at the top of the distillation column is about 68.6 kPa. The isobutyraldehyde content in the upper side stream 8 is about 99.9% by weight; the heavy material content of the normal butyraldehyde bottom stream 14 is about 0.93% by weight, the ratio of heavy material concentration in the feed stream to the heavy material concentration in the lower gaseous side stream is about 300: 1. The heavy material content of stream 14 is essentially about 100% by weight of the heavy material content in the 2plus stream of about 0.1% by weight of mixed aldehyde content from stream 2. Example 2 The following actual commercial system data are presented to demonstrate the present invention.

Podle výkresu asi 9 072 kg za hodinu surového směsnéhonormálního butyraldehydu a isobutyraldehydu obsahujících asi0,01 % hmotnostních složek lehčích než isobutyraldehyd a asi0,4 % hmotnostní složek těžších než normální butyraldehyd,bylo dávkováno jako proud 2 do 61. teoretického patra od dnadestilační kolony mající 105 teoretických pater.According to the drawing, about 9,072 kg per hour of crude mixed normal butyraldehyde and isobutyraldehyde containing about 0.01% by weight lighter than isobutyraldehyde and about 0.4% by weight of components heavier than normal butyraldehyde were dosed as a stream of 2 to 61 th theoretical plate from a 105 column. theoretical plates.

Lekhé nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětvenéhoaldehydu byly odstraněny z hlavy Kolony, částečně kondenzová-ny chladičem 1 5 a shromážděny ve sběrači j_7. 24The fine impurities together with some branched aldehyde were removed from the top of the column, partially condensed with condenser 15 and collected in collector 17. 24

Určité množství výsledné kapaliny bylo vráceno do kolonypro reflux jako proud 5.; asi 90,7 kg za hodinu bylo odstra-něno ze systému jako vyplachovací proudy a 6.. Kapalnýboční proud asi 987 kg za hodinu byl odebírán ze 103. teo-retického patra ode dna kolony jako isobutyraldehydový pro-dukt /proud 8/. Plynný boční proud asi 2 268 kg za hodinubyl odebírán ze 3. teoretického patra ode dna kolony jakovysoce čistý normální butyraldehydový produkt /proud 12/.Tento plynný proud procházel malým separátorem únosu/ne-znázorněný/ pro odstraňování stržené kapaliny z prouduplynu. Kapalný proud asi 5 727 kg za hodinu byl odebíránze dna kolony jako druhý vyčištěný normální butyraldehydo-vý produkt /proud 14/. Základní teplota destilace v koloně byla asi 105 °Ca tlak na vrchu destilační kolony byl asi 58,3 kPa.A certain amount of the resulting liquid was returned to the colon by reflux as stream 5; about 90.7 kg per hour was removed from the system as flushing streams and 6. The liquid flow rate of about 987 kg per hour was taken from the 103 th theoretical tray from the bottom of the column as isobutyraldehyde product (stream 8). A gaseous lateral stream of about 2668 kg per hour was removed from the 3rd theoretical tray from the bottom of the column as a pure normal butyraldehyde product (stream 12). This gaseous stream was passed through a small abduction separator (not shown) to remove entrained liquid from the jet. A liquid stream of about 5,727 kg per hour was removed from the bottom of the column as a second purified normal butyraldehyde product (stream 14). The basic column distillation temperature was about 105 ° C and the pressure at the top of the distillation column was about 58.3 kPa.

Obsah isobutyraldehydu ve vrchním bočním proudu 8byl asi 99,6 % hmotnostních; obsah těžkých látek v normál-ním butyraldehydovém spodním proudu 14 byl asi 0,7 % hmot-nostních; poměr koncentrace těžkých látek v přiváděnémproudu ke koncentraci těžkých látek ve spodním plynném boč-ním proudu 1 2 byl asi 36:1. Obsah těžkých látek v proudu 1 4byl v podstatě rovný asi 100 % hmotnostním z obsahu těžkýchlátek z proudu 2 plus asi 0,04 % hmotnostní obsahu směsnéhoaldehydu v proudu 2. Příklad 3 Následující vypočtený experiment demonstruje předlo-žený vynález. 25 -The isobutyraldehyde content in the upper side stream was about 99.6% by weight; the heavy material content of the normal butyraldehyde bottom stream 14 was about 0.7% by weight; the ratio of heavy substance concentration in the feed stream to the heavy substance concentration in the lower gaseous side stream 12 was about 36: 1. The heavy material content of stream 14 was substantially equal to about 100% by weight of the heavy material content of stream 2 plus about 0.04% by weight of mixed aldehyde content in stream 2. Example 3 The following calculated experiment demonstrates the present invention. 25 -

Podle výkresu asi S 596 kg za hodinu surového směs-ného normálního butyraldehydu a isobutyraldehydu obsahují-cího asi 0,2 % hmotnostní složek lehčích než isobutyralde-hyd a asi 2,6 % hmotnostního složek těžších než normálníbutyraldehyd se dávkuje jako proud 2 do 61 . teoretickéhopatra ode dna destilační kolony, která má 105 teoretickýchpater.According to the drawing, about 596 kg per hour of crude mixed normal butyraldehyde and isobutyraldehyde containing about 0.2% by weight of components lighter than isobutyraldehyde and about 2.6% by weight of components heavier than normal butyraldehyde are fed as stream 2 to 61. the theoretical bottom of the distillation column has 105 theoretical bases.

Lehké nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětve-ného aldehydu se odstraní z hlavy kolony, částečně konden-zují chladičem 15 a shromažSují ve sběrači 1 7. Určité množ-ství výsledného kapalného proddu se vrací do kolony pro re-flux jako proud 7; asi 109 kg za hodinu se odstraňuje zesystému jako vyplachovací proudy 3 a 6. Kapalný boční proudasi 930 kg za hodinu se odebírá ze 103. teoretického patraode dna kolony jako isobutyraldehydový produkt /proud 8/.The light impurities together with some branched aldehyde are removed from the top of the column, partially condensed by condenser 15 and collected in collector 17. Some of the resulting liquid product is returned to the re-flux column as stream 7; about 109 kg per hour is removed from the system as rinsing streams 3 and 6. The liquid side stream of 930 kg per hour is taken from the 103 th theoretical base of the column as isobutyraldehyde product (stream 8).

Plynný boční proud asi 3 266 kg za hodinu se odebíráze 3. teoretického patra ode dna kolony jako vysoce čistýnormální butyraldehydový produkt /proud 12/. Tento parníplynný proud prochází malým separátorem stržených látek/neznázorněným/ k odstranění jakékoli stržené kapaliny z plyn-ného proudu. Kapalný proud asi 4 291 kg za hodinu se odebí-rá ze dna kolony jako druhý vyčištěný normální bytyraldehy-dový produkt /proud 14/. Základní destilační teplota v koloně je asi 101 °Ca tlak na vrchu destilační kolony je asi 68,6 kPa.A gaseous side stream of about 3 266 kg per hour is withdrawn from the third theoretical tray from the bottom of the column as a highly purely normal butyraldehyde product (stream 12). This steam stream flows through a small entrainment separator (not shown) to remove any entrained liquid from the gas stream. A liquid stream of about 4,291 kg per hour is withdrawn from the bottom of the column as a second purified normal flataldehyde product (stream 14). The basic distillation temperature in the column is about 101 ° C and the pressure at the top of the column is about 68.6 kPa.

Obsah isobutyraledhydu ve vrchním bočním proudu 8je asi 99,8 % hmotnostních; obsah těžkých látek v normálnímbutyraldehydovém spodním proudu 14 je asi 6,1 % hmotnostních;poměr koncentrace těžkých látek v dávkovaném proudu ke kon- - ίβ - centraci těžkých látek ve spodním plynném bočním proudu1 2 je asi 161:1. Obsah těžkých látek v proudu 14 js v pod-statě rovný asi 100 % hmotnostním z obsahu těžkých látek « v proudu 2 plus asi 0,45 % hmotnostního obsahu směsného al- dehydu z proudu 2. Příklad 4 Následující vypočtený experiment demonstruje předlo-žený vynález. Podle výkresu asi 10 070 kg za hodinu surovésměsi normálního, a rozvětvených pentanalů obsahující asi0,1 % hmotnostního složek lehčích než rozvětvené pentanalya asi 0,3 % hmotnostního složek těžších než normální penta-nal, se vede jako proud 2 do 61. teoretického patra ode dnadestilační kolony mající 105 teoretických pater.The isobutyraldehyde content in the upper side stream 8 is about 99.8% by weight; the heavy material content of the normal myrrhaldehyde bottom stream 14 is about 6.1% by weight, the ratio of the heavy matter concentration in the feed stream to the concentration of heavy matter in the lower gaseous side stream 2 is about 161: 1. The solids content of stream 14 is substantially equal to about 100% by weight of the heavy material content of stream 2 plus about 0.45% by weight of mixed alcohol content of stream 2. Example 4 The following calculated experiment demonstrates the present invention. . According to the drawing, about 10 070 kg per hour of a crude mixture of normal and branched pentanals containing about 0.1% by weight of components lighter than branched pentanal, about 0.3% by weight of components heavier than normal pentanol, is passed as stream 2 to 61 th theoretical plate dnadestillation columns having 105 theoretical plates.

Lehké nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětveného aldehydu se odstraní z hlavy kolony, částečně kondenzujíchladičem 15 a shromažáují ve sběrači 1 7. Určité množstvívýsledného kapalného proudu se vrací do kolony pro refluxjako proud asi 90,7 kg za hodinu se odebírá ze systémujako vyplachovací proudy J a 6.The light impurities together with some branched aldehyde are removed from the top of the column, partly condensed by condenser 15 and collected in collector 17. Some of the subsequent liquid stream is returned to the reflux column as a stream of about 90.7 kg per hour is withdrawn from the system as flushing streams J a 6.

Kapalný boční proud /proud 8/ asi 3 039 kg za hodinuse odebírá ze 103. teoretického patra ode dna kolony jakorozvětvený aldehydový produkt /v podstatě 2-methylbutyraldehyd/. Plynný boční proud asi 1 950 kg za hodinu se odebíráze 3. teoretického patra ode dna kolony jako vysoce čistýprodukt normálního pentanalů /proud 12/. Tento plynný proudprochází malým separátorem stržených látek /neznázorněným/pro odstranění jakékoli stržené kapaliny z plynného proudu. 27The liquid side stream / stream 8 / about 3039 kg per hour draws from the 103 th theoretical tray from the bottom of the column both the branched aldehyde product (essentially 2-methylbutyraldehyde). A gaseous side stream of about 1,950 kg per hour is withdrawn from the third theoretical tray from the bottom of the column as a highly pure product of normal pentanal (stream 12). This gaseous stream is passed through a small entrainment separator (not shown) to remove any entrained liquid from the gaseous stream. 27

Kapalný proud asi 4 990 kg za hodinu se odebírá ze dnakolony jako druhý vyčištěný normální pentanalový produkt/proud 14/. Základní destilační teplota v koloně je asi 129 °C,a tlak na vrchu destilační kolony je asi 68,6 kpa.A liquid stream of about 4,990 kg per hour is taken from dnacolone as the second purified normal pentanal product (stream 14). The basic distillation temperature in the column is about 129 ° C, and the pressure at the top of the distillation column is about 68.6 kpa.

Obsah rozvětveného aldehydu ve vrchním bočnímproudu 8 je asi 99,8 % hmotnostních; obsah těžkých látekv normálním pentanalovém spodním proudu 14 je asi 0,7 %hmotnostních; poměr koncentrace těžkých látek v přívodnímproudu ke koncentraci těžkých látek ve spodním plynném boč-ním proudu 1 2 je asi 4:1. Obsah těžkých látek v proudu 1 4je v podstatě rovný asi 100 % hmotnostním z obsahu těžkýchlátek v proudu 2 plus asi 0,05 % hmotnostního obsahu směs-ných aldehydů v proudu 2. Různé modifikace a variace tohoto vynálezu budouzřejmé pracovníkům v oboru dosavadního stavu techniky a jetřeba rozumět, že takovéto modifikace a variace jsouv rozsahu této přihlášky vynálezu a v rozsahu a obsahu při-pojených patentových nároků.The branched aldehyde content in the upper side stream 8 is about 99.8% by weight; the heavy substance content in the normal pentanal bottom stream 14 is about 0.7% by weight; the ratio of heavy substance concentration in the feed stream to the heavy substance concentration in the lower gaseous side stream is about 4: 1. The heavy material content of stream 14 is substantially equal to about 100% by weight of the heavy material content of stream 2 plus about 0.05% by weight of mixed aldehyde content in stream 2. Various modifications and variations of this invention will be apparent to those skilled in the art and it should be understood that such modifications and variations are within the scope of the present invention and within the scope and content of the appended claims.

Claims

* ». ‘- / Κι-s v .JU: ·> <3Μ acMfcáí 3 * £ W ·, Ρβ &;. 1, Žsíná 23 ’, b 28 iiO / I, n. S PATENT CLAIMS ΧΛ, -i λ'Χ3 ^; ' , __ 2121 — E 1 ι S IX 5 0 6 i ’(Γ; 'α

A process for purifying a liquid crude aldehyde production mixture comprising substantially from about 95% to about 99% by weight of unbranched and branched aldehydes selected from the group consisting of C 1-4 aldehydes and C 1-4 aldehydes. Wherein the liquid crude aldehyde production feedstock is introduced into the distillation column and the liquid crude aldehyde product is introduced into the distillation column. distilling the distillation column at a base temperature of from about 1 ° C to about 35 ° C above the normal boiling point of the unbranched aldehyde present in the liquid aldehyde production feedstock by obtaining at the same time a liquid aldehyde production stream taken from the top; at the top of the distillation column and consisting essentially of a purified branched ald aldehyde production stream consisting essentially of a purified unbranched aldehyde in an amount of greater than about 70% by weight of the amount of unbranched aldehyde present in the liquid crude aldehyde production blend and less than 33% by weight organic heavy substances present in the liquid crude aldehyde product blend starting material; and / iii) wherein the remaining purified liquid aldehyde consisting essentially of an unbranched aldehyde is obtained from or at the bottom of the distillation column and the amount of organic heavy substances present in the purified aldehyde recovered is less than about 1% by weight of the total amount of aldehyde fed to the distillation column plus at least about 67% by weight of the amount of organic heavy substances present in the liquid crude; dehydrated production blend starting material.

2. A process as claimed in claim 1, wherein the distillation is carried out at a basic temperature of from about 10 DEG C. to about 35 DEG C., with a normal pressure of unbranched aldehyde.

3. A process according to claim 2, wherein the aldehydes of the crude aldehyde production blend are n-butanal and isobutanal.

4. Process according to claim 2, characterized in that the aldehydes of the crude aldehyde production mixed starting material are n-pentanal and branched pentanals. 1

5. The process of claim 1, wherein the distillation is carried out at a peak pressure of from about 6.36 kPa to 206 kPa.

6. The process of claim 3 wherein the distillation is conducted at a peak pressure of from about 6.86 kPa to 103 kPa.

7. The process of claim 4 wherein the distillation is conducted at a peak pressure of from about 6.86 kPa to 103 kPa. Represents; JUsX Miloš ~ VšeXgoka--